苯甲苯连续精馏塔设计

1、I 河南城建学院河南城建学院 化工原理课程设计化工原理课程设计 题目：苯题目：苯甲苯连续精馏浮阀塔设计甲苯连续精馏浮阀塔设计 学学 校：校： 河南城建学院河南城建学院 系系 别：别： 化学工程与工艺化学工程与工艺 班班 级：级： 学生姓名：学生姓名： 学学 号：号： 设计时间：设计时间： 20112011 1212 河南城建学院工原理课程设计 II 目 录 前前 言言.1 摘摘 要要.2 设计任务书设计任务书.2 第一章第一章 绪绪 论论. 1.1 精馏流程设计方案的确定 .3 1.2 基础数据的收集 .3 第二章第二章 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算.5 2.1 物料衡算 .5 2.1

2、.1 塔的物料衡算 .5 2.2 板数的确定 .5 2.2.1 操作回流比的求取 .5 2.2.2 求精馏塔气液相负荷 .6 2.2.3 操作线方程的确定 .6 2.2.4 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 .6 2.2.5 全塔效率的计算 .7 第三章第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.8 3.1 操作压强 P 的计算.8 3.2 操作温度 .8 3.3 物性数据计算 .8 3.3.1 平均摩尔质量计算 .8 3.3.2 平均密度的计算 .8 3.3.3 液体平均表面张力计算 .9 3.4 精馏塔体工艺尺寸的计算.10 3.4.1 塔径的计算 .1

3、0 3.5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算.11 3.5.1 精馏段提馏段有效高度的计算 .11 3.5.2 溢流装置计算 .12 3.5.3 塔板布置 .12 3.7 浮阀板的流体力学验算 .14 3.6.1 塔板压降 .14 河南城建学院工原理课程设计 III 3.6.2 液沫夹带量 ev的验算.15 3.6.3 漏液的验算 .15 3.6.4 液泛验算 .16 3.8 塔板负荷性能图 .16 3.7.1 漏液线 .16 3.7.2 液沫夹带线 .17 3.7.3 液相负荷下限线 .17 3.7.4 液相负荷上限线 .17 3.7.5 液泛线 .18 3.9 板式塔的结构 .19 3.8.

4、1 塔体结构 .19 3.8.2 塔板结构 .19 第第 4 章章 塔附属设备选型及计算塔附属设备选型及计算.20 第第五五章章 热量衡算热量衡算.21 5.1 塔顶热量 .21 5.2 塔底热量 .22 计算结果总汇计算结果总汇.23 设计小结设计小结.24 参考文献参考文献.25 主要符号说明主要符号说明.26 主要符号说明主要符号说明.27 河南城建学院工原理课程设计 前前 言言 此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备。精馏塔 内装有提供气液两相逐级接触的塔板，利用混合物当中各组分挥发度的不同将混合物进 行分离。在精馏塔中，塔釜产生的蒸汽沿塔板之间上升，来自塔顶

5、冷凝器的回流液从塔 顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，轻组分上升，重组分 下降，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设 备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。本设计我们使 用浮阀塔。其突出优点为结构简单，造价低板上液面落差小，气体压强低，生产能力较 大，气体分散均匀，传质效率较高。浮阀的操作弹性而且效率高。采用浮阀塔可解决堵 塞问题适当控制漏夜实际操作表明，浮阀板在一定程度的漏液状态下，操作是板效率明 显降低，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的浮阀塔其操作弹性仍可达到标准。 精馏是分离液体混合物（含可液化的

6、气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、 炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂） ，使 气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组 分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的分离。 该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、 输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系 统，即本次所设计的精馏装置。 课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设 计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业

7、理论知识，还能培养我们 独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。 当代大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让 我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为 毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。 河南城建学院工原理课程设计 摘摘 要要 本次设计是针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较 完整的精馏设计过程。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的辅助设备及进出口管路的 计算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。 此次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设

8、计的精馏装置包括精馏 塔，再沸器，冷凝器等设备，热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝 进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本文是精馏塔及其进料预 热的设计，分离质量分数 0.515 的苯甲苯溶液，使塔顶产品苯的质量分率达到 98%，塔 底釜液质量分率达到 2%。 综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了浮阀塔对苯-甲苯进行 分离提纯，塔板为碳钢材料，按照逐板计算求得理论板数为 11。根据经验式算得全塔效 率为 0.535。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为 12，提馏段实际板数为 10。实际加料位置在第 13 块板。精馏段弹性操作为 3.1

9、2。塔径为 1.2m。通过板压降、 漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。确定了操作点符合操作 要求。 关键词：关键词：苯-甲苯、精馏、逐板计算、负荷性能图、精馏塔设备结构 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 设计题目设计题目 ： 苯苯甲苯连续精馏浮阀塔的设计甲苯连续精馏浮阀塔的设计 2设计条件设计条件 ： 1) 工艺参数： 原料苯含量：质量分率=51.5% 原料处理量：质量流量=5.7t/h 产品要求： 塔顶质量分率=98% 塔底质量分率=2% 2) 工艺操作条件： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流， R=(1.2-2)Rmin 3设设 计计

10、任任 务务 ： 1.完成该精馏塔的工艺设计。 2绘制带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔设备条件图。 3撰写精馏塔的设计说明书（包括设计结果汇总） 。 河南城建学院工原理课程设计 第一章第一章 绪绪 论论 1.1 精馏流程设计方案的确定精馏流程设计方案的确定 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。塔顶上 升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分作为塔顶产品冷 却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸

11、汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。流程参见附图。 1.2 常用数据收集常用数据收集 表表 1 1 苯和甲苯的物理性质苯和甲苯的物理性质 项目分子式分子量 M沸点（） 临界温度 tC（）临界压强 PC（kPa） 苯 A 甲苯 B C6H6 C6H5CH3 78.11 92.13 80.1 110.6 288.5 318.57 6833.4 4107.7 表表 2 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度C 0 80.1859095100105110.6 ,kPa 0 A P ，kPa 0 B P 101.33 40.0 116.9 46.0 135.5 54.0 155.7 63.3

12、179.2 74.3 204.2 86.0 240.0 表表 3 3 常温下苯常温下苯甲苯气液平衡数据（甲苯气液平衡数据（22：例例 1 11 1 附表附表 2 2） 8 P 温度C 0 80.1859095100105110.6 液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率 1.000 1.000 0.780 0.900 0.581 0.777 0.412 0.630 0.258 0.456 0.130 0.262 0 0 表表 4 4 纯组分的表面张力纯组分的表面张力(1(1：附录图附录图 7)7) 378 P 温度 8090100110120 河南城建学院工原理课程设计 苯，mN/m 甲苯，M

13、n/m 21.2 21.7 20 20.6 18.8 19.5 17.5 18.4 16.2 17.3 表表 5 5 组分的液相密度组分的液相密度(1(1：附录图附录图 8)8) 382 P 温度() 8090100110120 苯,kg/ 3 m 甲苯,kg/ 3 m 814 809 805 801 791 791 778 780 763 768 表表 6 6 液体粘度液体粘度 （11：） L365 P 温度() 8090100110120 苯（mP .s） a 甲苯 （mP .s） a 0.308 0.311 0.279 0.286 0.255 0.264 0.233 0.254 0.21

14、5 0.228 表表 7 7常压下苯甲苯的气液平衡数据 温度 t 液相中苯的摩尔分率 x 气相中苯的摩尔分率 y 110.560.000.00 109.911.002.50 108.793.007.11 107.615.0011.2 105.0510.020.8 102.7915.029.4 100.7520.037.2 98.8425.044.2 97.1330.050.7 95.5835.056.6 94.0940.061.9 92.6945.066.7 91.4050.071.3 90.1155.075.5 80.8060.079.1 87.6365.082.5 86.5270.085.

15、7 85.4475.088.5 84.4080.091.2 83.3385.093.6 82.2590.095.9 81.1195.098.0 80.6697.098.8 80.2199.099.61 80.01100.0100.0 河南城建学院工原理课程设计 第二章第二章 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算 2.12.1 物料衡算物料衡算 2.1.12.1.1 塔的物料衡算塔的物料衡算 （1）苯的摩尔质量：78.11 A M/kg kmol 甲苯的摩尔质量：=92.13 B M/kg kmol （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量： 556 . 0 13.92/485 . 0 11.

16、78/515 . 0 11.78/515 . 0 Fx 024. 0 13.92/98. 011.78/02 . 0 11.78/02. 0 983 . 0 13.92/02. 011.78/98 . 0 11.78/98 . 0 W D x x （3）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 kmolkgM kmolkgM kmolkgM W D F /79.9113.92976 . 0 11.78024 . 0 /35.7813.92017 . 0 11.78983. 0 /33.8413.92444 . 0 11.78556. 0 （4）物料衡算 原料液处理量： hkmolFnq/59.67

17、 33.84 5700 , 总物料衡算： 即 （1） WnDnFnqqq, 易挥发组分物料衡算： .（2） WWnDDnFFnxqxqxq, 由(1)和(2)解得 hkmolDnq/50.37,hkmolWnq/09.30, 2.22.2 板数的确板数的确定定 2.2.1 相对挥发度的确定及最小回流比和操作回流比的确定相对挥发度的确定及最小回流比和操作回流比的确定 （1）相对挥发度的计算 由安托尼方程可知苯（A）甲苯（B）的饱和蒸气压与温度的关系（见课本 90 页） 04.220 35.1206 032 . 6 * log tA P 58.219 94.1343 078 . 6 * log t

18、B P 又因为甲苯的正常沸点为 110.6，苯的沸点为 80.1 因此取 10 个温度点：80.1、85、90、92、95、97、100、102、 105、110.6 当当 t=80.1时，用安托尼方程计算得=101.33 =40.0 0 A p a kp 0 B p a kp 2）=116.9 =46.0 3）=135.5 =54.0 0 A p a kp 0 B p a kp 0 A p a kp 0 B p a kp 4）=147.4 =58.2 5）=155.7 =63.3 0 A p a kp 0 B p a kp 0 A p a kp 0 B p a kp 河南城建学院工原理课程设

19、计 6）=169.6 =68.0 7）=179.2 =74.3 0 A p a kp 0 B p a kp 0 A p a kp 0 B p a kp 8)=194.3 =79.2 9）=204.2 =86.0 0 A p a kp 0 B p a kp 0 A p a kp 0 B p a kp 10）=240.0 =101.33 0 A p a kp 0 B p a kp 因为苯-甲苯属于理想物系所以乌拉尔定律代入=/ 0 A p 0 B p 则 =2.5331 同理 2=2.541 3=2.509 4=533 5=2.460 6=2.494 7=2.412 8=2.453 9=2.374

20、 10=2.368 则 47.2. 10 1021a （2）求最小回流比及操作回流比。 代入汽液平衡方程可得： x x y 47.11 47.2 因为工艺操作条件要求泡点进料 所以操作线方程为556 . 0 Fxx 代入平衡线方程，与平衡线方程的交点为（0.556,0.756） 故最小回流比为：Rmin=1.14 qq qD xy yx 取操作回流比为：R=2Rmin=2.28 2.2.2 求精馏塔气液相负荷求精馏塔气液相负荷（公式见课本（公式见课本 101-103 页）页） hkmolqqq hkmolRqq DnLnVn DnLn /0 .123 /5 .85 , , 因为是泡点进料， h

21、kmolqqVnVn/ 0 . 123, hkmolqqRqqFnDnLn/09.153, 2.2.3 操作线方程的操作线方程的计算计算 精馏段操作线方程： 2997 . 0 695 . 0 11 1 n D nnx R x R R xy 提馏段操作线方程： 0059. 0245. 1 , , , , 1 mW WnLn Wn mmx qq q WqnLqn Lqn xxy 采用相平衡方程与操作线方程式利用逐板计算法 由知.（1） 1 (1) x y x n n n y y x ) 1( 因为塔顶全凝，从塔顶最上一层塔板上升的蒸汽全部冷凝为饱和温度下的液体 所以 代入式（1）得：把此值代入操作

22、线方程983 . 0 1Dxy959 . 0 1x 得 2997 . 0 695 . 0 11 1 n D nnxxy R x R R 966 . 0 2y 同理 920 . 0 2x939 . 0 3y862 . 0 3x899 . 0 4y783. 0 4x844 . 0 5y y6=0.777 x6=0.585 y7=0.706 x7=0.492687 . 0 5x 因 所以精馏段理论板 n=6 7 x Fx 河南城建学院工原理课程设计 同理，用计算精馏段的方法计算提馏段得： 492 . 0 71 xx607. 02y385. 02x473 . 0 3y 267 . 0 3x327 .

23、0 4y164. 04x198. 05y 091 . 0 5x054. 06yWxx023. 06 2.2.5 全塔效率的计算全塔效率的计算 （1）计算塔顶、进料、塔底的温度 查苯-甲苯的汽液平衡数据由内差法计算得： =89.27 =80.37 3Ft Dt 109.1Wt 精馏段平均温度 82.841mt 提馏段平均温度 2.992mt (2)液相平均黏度的计算 查液体粘度表，由内差法计算可得 当时，=0.307mPa.s =0.310mPa.s 37.80Dt ab 当=89.27时 ，=0.281 mPa.s =0.288mPa.sFt ab 当时， =0.235 mPa.s =0.25

24、5mPa.s109.1Wt ab 根据液相平均黏度公式Lmiilgxlg 塔顶液相平均黏度计算 当=80.37时 =0.307mPa.s DtLDM 进料板液相平均黏度的计算 当=89.27时 =0.284mPa.sFt LFM 塔底液相平均黏度的计算 当3时 =0.255mPa.s109.1Wt LWM 则液相平均黏度为 =0.282mPa.s LM (3)全塔效率的计算 由奥康内尔法得=0.535 245. 0 )(49 . 0 LMTE 实际板数及进料板位置的确定： 精馏段实际板数 N=12 提馏段实际板数 N=10 进料板在第 13 块板 河南城建学院工原理课程设计 第三章 精馏塔的工

25、艺条件及有关物性数据的计算 3.13.1 操作压强操作压强 的计算的计算 取每层塔板压降为 则 P=0.7kPa, 塔顶压强 101.3kPa D P 进料板压强 101.3 12 0.7109.7kPa F P 塔底压强 =116.7kpa Wp 精馏段平均压强 =105.5kpa 1mp 提馏段平均压强 =113.2kpa 2mp 3.23.2 操作温度操作温度 塔顶温度： =80.37 Dt 进料温度： =89.27 F t 塔底温度： 3109.1 W t 精馏段平均温度： 82.841mt 提馏段平均温度： 2 . 992mt 3.3 物性数据计算物性数据计算 3.3.1 平均摩尔质

26、量平均摩尔质量计计算算 （1）塔顶： 气相 =78.35kg/kmol VDMM 液相 =78.68kg/kmol LDMM （2）进料板: 气相 =81.53kg/kmol VFMM 液相 =84.33kg/kmol LFMM （3）塔底: 气相 =91.33kg/kmol VWMM 液相 =91.79kg/kmol VWMM （4）精馏段平均摩尔质量： 气相： =79.94kg/kmol 1VMM 液相： =81.51kg/kmol 1LMM （5）提馏段平均分子量： 气相： =86.43kg/kmol 2VMM 液相： =88.06kg/kmol 2LMM 3.3.2 平均密度平均密度的

27、计算的计算 （1）气相平均密度的计算 Vm 可由理想状态方程计算：PV=nRT 精馏段平均密度: =2.83 1,MV 3 /mkg 河南城建学院工原理课程设计 提馏段平均密度: =3.16 2,MV 3 /mkg （2）液相平均密度 的计算 Lm 由式 求相应的液相密度。 1 AB i Lmi LALB 塔顶平均密度的计算： =80.37时,由内差法计算得 =813.7 =807.7 D t A 3 /mkgB 3 /mkg 因设计条件已知塔顶、进料、塔底的苯的质量分率分别为 0.98,0.515,0.02 所以 代入公式得 =813.6 LDM 3 /mkg 对于进料板： =89.27时，

28、由内差法计算得 =806.6 F t A 3 /mkg =801.6 B 3 /mkg 所以 代入公式得 =804.2 LFM 3 /mkg 对于塔底：3时，由内差法计算得 =779.2109.1 W t A 3 /mkg =780.9 B 3 /mkg 所以 代入公式得 =780.87 LWM 3 /mkg （3）精馏段平均液相密度: =808.9 1,ML 3 /mkg 提馏段平均液相密度: =792.5 2,ML 3 /mkg 3.3.3 液体平均表面张力液体平均表面张力计算计算 依下式计算 L 1 n mii i x （1）对于塔顶： 当=80.37时，查液体粘度表由内差法计算得： D

29、 t =21.16mN/m =21.66mN/m 代入计算公式得： LALB =21.17mN/m LDM （2）对于进料板：当=89.27时，查液体粘度表由内差法计算得： F t =20.09mN/m =20.68 mN/m 代入计算公式得： LALB =20.35mN/m LFM （3）对于塔底： 3时，查液体粘度表由内差法计算得：109.1 W t =17.61mN/m =18.50mN/m 代入计算公式得： LALB 河南城建学院工原理课程设计 =18.49mN/m LWM （4）精馏段平均表面张力：=20.76mN/m 1LM 提馏段平均表面张力： =19.42mN/m 2LM 3.

30、4 精馏塔体工艺尺寸的计算精馏塔体工艺尺寸的计算 3.4.1 塔径的计算塔径的计算 （1）汽液负荷的计算 精馏段： = =0.965 VVq, v VMVnMq 3600 1, sm / 3 =0.00239 LVq, v LMLnMq 3600 1, sm / 3 提馏段： =0.935 VVq, v VMvnMq 3600 2, sm / 3 =0.00473 LVq, v LMLnMq 3600 2, sm / 3 （2）塔板间距的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹 TH 性， 以及塔的安装、检修都有关。 对精馏段，初选板间距 0.40m，取板上液层高度=0.06

31、m. Lh HT -hL=0.4 -0.06=0.34m .（1） =0.0419 .（2） 2 1 , , )( V L VV LV q q 由（1） （2）由史密斯关联图查取得:=0.070 20 C 20 C 由式=0.0705 代入公式 0.2 L 20( ) 20 CC =1.190m/s max LV V uC 取安全系数为 0.7，则空塔速度为 u=0.7umax=0.833m/s 塔径 =1.2148m 按标准塔径圆整为 D=1.4m u q D VV ,4 对提馏段，初选板间距 0.40m，取板上液层高度=0.06m. Lh HT -hL=0.4 -0.06=0.34m .（

32、1） 河南城建学院工原理课程设计 =0.801 .（2） 2 1 , , )( V L VV LV q q 由（1） （2）由史密斯关联图查取得:=0.069 20 C 20 C 由式=0.0686 代入公式 0.2 L 20( ) 20 CC =1.0842m/s max LV V uC 取安全系数为 0.7，则空塔速度为 u=0.7umax=0.7589m/s 塔径 =1.2528m 按标准塔径圆整为 u q D VV ,4 1.4mD 根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为 1.4mD 截面积 =1.519 2 4 DAT 2 m 实际空塔气速 u=0.627m/s 3.5 精

33、馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 3.5.1 精馏段提馏段有效高度的计算精馏段提馏段有效高度的计算 精馏段有效高度为 T N -1)H 11 (12 1) 0.44.4mZ 提馏段有效高度为mHNZT6 . 34 . 0)1010() 1(22 3.5.2 溢流装置溢流装置计算计算 因，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下：1.4mD 对精馏段 （1）溢流堰长 W l 单溢流堰长=（0.6-0.8）D=0.938m W l (2) 出口堰高度 W h WLOW hhh 选平直堰，堰上液高度为，近似取 E=1， OW h = 3 2 ,3 )

34、(1084.2 W lv W l q Eho m0124 . 0 ) 938. 0 00239 . 0 3600 (1084 . 2 3 2 3 取板上清液层高度 故 60mm L h WLOW hhhm0476 . 0 124 . 0 06 . 0 (3)弓形降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由 0.67 查弓型降液管图 得 Wd/D=0.136，Af/AT=0.0786 D lW 故 mDWD19.04.1136.0136.0 河南城建学院工原理课程设计 2 119.00786.0mAATf 计算液体在降液管中停留时间， = Ln Tf q HA , 3600 ss 592.19

35、 00239 . 0 3600 4 . 0119 . 0 3600 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速， -1 0 0.1m su 依下式计算降液管底隙高度 h0 0 , 01 ul q h W LV m025. 0 36001 . 0952 . 0 36000239 . 0 =0.0476-0.025=0.0226m0.006m 011hhW 故降液管底隙高度设计合理。 对提馏段 （1）溢流堰长 W l 单溢流堰长=（0.6-0.8）D=0.938m W l (2) 出口堰高度 W h WLOW hhh 选平直堰，堰上液高度为，近似取 E=1， OW

36、h = 3 2 ,3 )(1084.2 W lv W l q Eho m0196. 0) 938 . 0 0473. 03600 (1084 . 2 3 2 3 取板上清液层高度 故 60mm L h WLOW hhhm0404 . 0 0196 . 0 06 . 0 (3)弓形降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由 0.67 查弓型降液管图 得 Wd/D=0.136，Af/AT=0.0786 D lW 故 mDWD19.04.1136.0136.0 2 119.00786.0mAATf 计算液体在降液管中停留时间， = Ln Tf q HA , 3600 ss506.10 00473

37、 . 0 3600 4 . 0119 . 0 3600 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速， -1 0 0.1m su 依下式计算降液管底隙高度 h0 0 , 01 ul q h W LV m035 . 0 36001 . 0952. 0 36000473 . 0 =0.0476-0.035=0.0126m0.006m 011hhW 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘 深度 50 w hmm 河南城建学院工原理课程设计 3.6塔板布置的计算塔板布置的计算 选用 F1 型浮阀，阀孔直径 39mm，阀片直径 48mm，阀片厚度 2mm，最大开度 8.

38、5mm，最小开度 2.5mm，阀质量为约 33g。 （1）阀孔临界速度 精馏段 s/m93. 5 83 . 2 8 . 72 8 . 72 548 . 0 548. 0 1 10 V Kp u 提馏段 s/m58 . 5 16 . 3 8 . 72 8 . 72 548 . 0 548 . 0 2 20 V Kp u 上下两段相应的阀孔动能因子为： 919 . 9 16 . 3 27 . 5 976 . 9 83. 286. 5 22002 11001 VKp VKp uF uF 均属正常操作范围。 （2）精馏段、提馏段塔板布置 取边缘区宽度 Wc0.055m,安定区宽度，mWs065 . 0

39、 开孔区面积 R xR xRxAa 1 2 22 sin 180 2 其中， ，mW D R C 645 . 0 055 . 0 2 4 . 1 2 499. 0065 . 0 136. 0 2 0 . 1 2 sd WW D x 代入得：aA 21222 14. 1 645 . 0 499 . 0 sin645 . 0 180 499 . 0 645 . 0 499 . 0 2m （3）浮阀数与开孔率n F1 型浮阀的阀孔直径为 39mm 阀孔气速 浮阀数目 开孔率 V F u 0 0 4/ 2 0 0 d u V n D n 2 2 0d 初取=10，阀孔直径为 0.039m0F 对于精馏

40、段 smu/94 . 5 83 . 2 10 0 河南城建学院工原理课程设计 137 039 . 0 039 . 0 94. 5 965 . 0 44 n 2 0 , 0 du qVV %63.10 4 . 14 . 1 039 . 0 039 . 0 137 2 2 0 D d n 提留段 smu/63 . 5 16 . 3 10 0 140 14 . 3 039. 0039 . 0 63. 5 935 . 0 4 n %86.10 4 . 14 . 1 039 . 0 039 . 0 140 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距 t=0.075m，则排间距为 t 精馏段 mm

41、 nt A t a 9 . 110 075. 0137 14 . 1 提留段 mm nt A t a 6 . 108 075. 0140 14. 1 考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此 排间距应小于计算值，故取=100mm=0.10m t 重新计算孔速及阀数 精馏段 152 10 . 0 075 . 0 14 . 1 t t A n a sm d qVV /32 . 5 14 . 3 039. 0039 . 0 152 4965 . 0 4/n u 2 0 , 0 95 . 8 83 . 2 32 . 5 F0 %80.11 4 . 14

42、. 1 039 . 0 039 . 0 152 提留段 152 10 . 0 075 . 0 14 . 1 t t A n a sm d qVV /15. 5 14 . 3 039. 0039 . 0 152 4935 . 0 4/n u 2 0 , 0 15 . 9 16 . 3 15 . 5 F0 %80.11 4 . 14 . 1 039 . 0 039 . 0 152 由此可知，开孔率在 5-15%范围内，符合要求. 3.7 塔板流体力学验算塔板流体力学验算 河南城建学院工原理课程设计 1塔板压降塔板压降 hhhh lcp （1）干板阻力 精馏段 s/m940. 583 . 2 / 1

43、 . 73/1 .73 825. 1 825 . 1 110 Vmc u 液柱 则 m031 . 0 9 .808 32 . 5 19 0 . 19 , 175 . 0 2 175 . 0 01 1 1001 Lm c c u h uu 提馏段 液柱 则 m032. 0 5 . 792 15. 519 0 . 19 , 175 . 0 2 175 . 0 02 2 2002 Lm c c u h uu （2）板上充气液层阻力 取充气系数，则5 . 0 0 液柱m030 . 0 06 . 0 5 . 0 0 Ll hh （3）液体表面张力所造成的阻力： 精馏段（可忽略不计）液柱000268 .

44、0 039. 081 . 9 9 . 808 1076.2044 3 02 1 1 uLm Lm gd h 提馏段（可忽略不计） 液柱000256 . 0 039 . 0 81 . 9 5 . 792 1042.194 4 3 02 2 1 uLm Lm gd h 此阻力很小，忽略不计。 因此，上下两段塔板压降如下 精馏段每层压降 液柱m061. 0030. 0031 . 0 11 lcp hhh Pa700Pa05.48481. 9 9 . 808061 . 0 2 11 ghpLm pp 提馏段每层压降 液柱m062 . 0 030. 0032. 0 22 lcp hhh Pa700Pa0

45、1.48281 . 9 5 . 792062 . 0 222 ghp Lmpp 上下两段单板压降均符合设计任务要求。 2液泛液泛 为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，而)( WTd hHH dLpd hhhH 河南城建学院工原理课程设计 （1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度 精馏段 液柱m061. 0 1p h 提馏段 液柱m062 . 0 2 p h （2）液体通过降液管的压头损失 精馏段 液柱m0016 . 0 025 . 0 938. 0 00239 . 0 153 . 0 153 . 0 2 2 01 , 1 hl q h W LV d 提馏段 液柱m0015 .

46、0 035. 0938. 0 00473 . 0 153 . 0 153 . 0 2 2 02 , 2 hl q h W LV d （3）板上液层高度 精馏段和提馏段皆为m06 . 0 L h 因此，降液管中清液层高度如下：5 . 0取 精馏段 m1226. 00016 . 0 060. 0061 . 0 1111 dLpd hhhH 11 2238 . 0 )0476 . 0 4 . 0(5 . 0)( dWT HhH 可见，精馏段符合防止液泛的要求。 提馏段 m1126 . 0 0015 . 0 07 . 0 062 . 0 2222 dLpd hhhH 22 2202 . 0 )0404

47、 . 0 4 . 0(5 . 0)( dWT HhH 可见，提馏段符合防止液泛的要求。 3液沫夹带液沫夹带 (1) 精馏段液沫夹带量的验算 v e =0.6893 fT VV a AA q u , mhhcf15. 006 . 0 5 . 25 . 2 2 . 3 1 6 107 . 5 fT a LM v hH u e 气液气液kgkgkgkg/1 . 0/0071 . 0 15. 05 . 24 . 0 6893 . 0 1076.20 107 . 5 2 . 3 3 6 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。 (2) 提馏段液沫夹带量的验算 v e 故在气液气液kgkgkgkg hH u

48、e fT a LM v /1 . 0/0068 . 0 15 . 0 4 . 0 6679 . 0 1042.19 107 . 5 2 . 3 3 6 2 . 3 2 6 107 . 5 河南城建学院工原理课程设计 设计负荷下不会发生过量液沫夹带。 4漏液的验算漏液的验算 取 F0=5， V F u 0 0 对于精馏段 smsm/32 . 5 /97. 2 83 . 2 5 u0 对于提馏段 smsm/15 . 5 /81 . 2 16. 3 5 u0 故在两段设计负荷下均不会产生过量漏液。 3.8 塔板负荷性能图计算塔板负荷性能图计算 1、漏液线 取 F0=5，又 V F u 0 0 4/

49、2 0 0 d u V n 故 s m nq d VV/486 . 0 97 . 2 137 039. 0 4 u 4 32 0 2 0 min, ）（ 据此做出与液体流量无关的水平漏液线（1） 2液沫夹带线 2 . 3 6 107 . 5 fT a v hH u e 其中， （a）VV VV fT VV a q q AA q u, , 714. 0 119 . 0 519. 1 3 2 , 3 3600 1084 . 2 5 . 25 . 2 W VV wowwf l q Ehhhh 近似取 E1.0, mlmh Ww 938 . 0 ,0476 . 0 （b） 3/2 , 3 2 , 3

50、74 . 1 119 . 0 938. 0 3600 0 . 11084 . 2 0476 . 0 5 . 2VV VV f q q h 取液沫夹带极限值为。 v e气液 kgkg/1 . 0 已知， mN /m76.20mHT40. 0 并将代入得： ba , 河南城建学院工原理课程设计 2 . 3 3/23 6 2 . 2159 . 0 42 . 0 746 . 0 107 .21 107 . 5 1 . 0 S S L V 整理得： 3/2 ,39.1549 . 2 VVVVqq 在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中 S L S V smLs/, 3 0.00060.00

51、150.00300.0045 smVs/, 3 2.382.292.172.07 依表中数据在 VSLS图中作出液沫夹带线（2） 。 3液相负荷下限线 取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取mhow006 . 0 0 . 1E 则 3/2min, , ) 3600 ( 1000 84 . 2 w LV ow l q Eh 3 2 min , 938. 0 3600 0 . 1 1000 84. 2 006 . 0 LVq 整理上式得smqLV/0008 . 0 3 min , 依此值在 VSLS图中作线即为液相负荷下限线（3） 。 4液相负荷上限线 s/m0119. 0 4 4 . 01

52、19. 0 4 )( 3 max , Tf LV HA q 依此值在 VSLS图中作线即为液相负荷上限线（4） 。 5液泛线 令)( WTd hHH 由 owLLcpdLpd hhhhhhhhhhhhH W ; 11 联立整理得 3 2 , 22 LVLV s dqcqbaV 式中 030 . 0 ) 9 .808 83 . 2 ( )772 . 0 100 . 0 ( 051. 0 )( )( 051 . 0 22 2 1 Lm vm ooc A a 148 . 0 0476 . 0 ) 160 . 0 5 . 0(4 . 05 . 0) 1( WT hHb 1207 )012 . 0 93

53、8 . 0 ( 153 . 0 )/(153. 0 2 2 oWh lc 河南城建学院工原理课程设计 故 40 . 1 ) 938. 0 3600 )(60. 01 (1084 . 2 ) 3600 )(1 (1084. 2 3 2 3 3 2 3 w l Ed 3 2 , 2 , 2 40 . 1 1207148 . 0 030 . 0 LVLV s qqV 在操作范围内任取几个，计算出的值列于表中。 S L S V smLs/, 3 0.00060.00150.00300.0045 smVs/, 3 4.794.013.071.81 依此值在 VSLS图中作线即为液泛线（5） 作塔的负荷性

54、能图如下： 图 3-1 将以上 5 条线标绘于图中，即为精馏段负荷性能图。5 条线包围区域为精 SS LV 馏段塔板操作区，A 为操作点，OA 为操作线。OA 线与（2）线的交点相应相负荷为 ，OA 线与气相负荷下限线（1）的交点相应气相负荷为。 max,S V min, s V 可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限由漏液控制。 读图，精馏段的操作弹性4 42 . 0 68 . 1 min, max, S S V V 塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。 3.9 浮阀塔的结构浮阀塔的结构 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口及人孔（手孔） 、基坐、

55、 除沫器等附属装置。除一般塔板按设计间距安装外，其它处根据需要决定 其间距。 1 1、塔顶空间、塔顶空间 河南城建学院工原理课程设计 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远 高于板间距，取 1.0m。 2 2、塔底空间、塔底空间 （1） 、塔底储液空间依储液量停留 35min 或更长时间而定。 （2） 、塔底液面至下层塔板之间要有 1.5m 的间距。 3 3、人孔、人孔 对于的板式塔，为安装、检修的要求，每隔 8 层塔板设一人孔，本塔共mmD1000 开 3 个人孔。提馏段开 2 个人孔精馏段开 1 个。人孔处板间距为 800mm，直径为 500mm，其伸出

56、塔体的筒长为 200mm。 4 4、塔高、塔高 有效塔高 H =(nnFnP1)HT+nFHF+nPHP+HP+HB =(22131)0.45+10.5+30.8+1+1.5 =13.05m 3.8.2 塔板结构塔板结构 塔径为 1.4m，超过 800mm，故采用整块式；由于钢度、安装、检修等要求，多将塔 板分成数块送入塔内。为了检修方便，取一块板作为通道板，通道板的宽度取 400mm。 第四章第四章 塔附属设备选型及计算塔附属设备选型及计算 4.1 再沸器（蒸馏釜）再沸器（蒸馏釜） 该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备， 常用的有以下几种：内置式再沸器，釜

57、式再沸器，虹式再沸器，强制循环式再沸器。综 合考虑其生产的传热条件及经济效率选择虹式再沸。 4.2 塔顶回流冷凝器塔顶回流冷凝器 塔顶回流冷凝器通常是采用管壳式换热器,有卧式、立式、或管外冷凝器等形式。按 冷凝器与塔的相对位置区分有这样的两类：整体式及自流式、强制循环式。在这个设计 的生产中，由于产量比较大，宜选用强制循环式。 4.3 进料管管径进料管管径 本设计采用直管进料管，管径的计算公式 u q D VV J ,4 取管内流速 F u =1.5m/s 则 m u q D F VV J045. 0 5 . 114 . 3 00239 . 0 4 4, 根据工艺标准，将其圆整到 J D =

58、0.05m 河南城建学院工原理课程设计 4.4 回流管管径回流管管径 回流量 hkmolDnq/50.37, 又 =78.68kg/kmol =813.6 LDMMLDM 3 /mkg 则液体流量 smMqqLDMLDMDnLV/001007. 0 36006 .813 68.7850.37 / )( 3 , 取管内流速 H u=1.5m/s 则回流管直径 =0.0146m u q D LV H ,4 根据工艺标准，将其圆整到 H D= 0.02m 4.5 法兰法兰 由于常压操作，所有的法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，有不同的公称直径选用 相应法兰。根据进料管选取进料管接管法兰：。PN 0.2

59、5 , DN 32 (GB 20593-1997) 4.6 人孔人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔 1020 块塔板设 1 个人孔，本 设计的精馏塔需设 2 个人孔，直径为，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平。0.8 m 第五章第五章 热量衡算热量衡算 表 41 苯甲苯的蒸发潜热与临界温度 5.1.塔顶热量塔顶热量 )() 1(,LDVDDnCIIqRQ 其中 (1) VDLDDVADVB IIXHXH 0.38 2 21 1 1 () 1 r VV r T HH T 则: 0C 时 37.80Dt 苯: 22. 1 5 . 288/ )15.2731 .80( 23. 1 5 .

60、 288/ )15.27337.80( 2 1 r r T T 蒸发潜热 =400.71KJ/Kg 0.38 2 21 1 1 () 1 r VV r T HH T 甲苯: 20. 157.318/ )15.27363.110( 11 . 1 57.318/ )15.27337.80( 2 1 r r T T 物质沸点 0C 蒸发潜热 KJ/Kg临界温度 TC/K 苯 80.1394288.5 甲苯 110.63363318.57 河南城建学院工原理课程设计 蒸发潜热 =289.23KJ/Kg 0.38 2 21 1 1 () 1 r VV r T HH T KgKJqMq kmolkgM D